乙醇水溶液连续板式精馏塔设计.doc

化学与环境工程学院化学与环境工程学院 化工原理课程设计化工原理课程设计 题目 乙醇 水溶液连续精馏塔设计 系别 化学与环境工程学院 专业 过程装备与控制工程 第一章第一章 前言前言 3 第二章绪论第二章绪论 3 2 1 设计方案 3 2 2 2 2 设计方案的确定及流程说明设计方案的确定及流程说明 3 2 2 1 2 2 1 选塔依据选塔依据 3 2 2 3 2 2 3 选择适宜回流比选择适宜回流比 4 2 2 4 回流方式 泡点回流 4 2 2 5 2 2 5 操作流程说明操作流程说明 4 第三章第三章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计 4 3 1 3 1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算 4 3 2 3 2 主要数据参数的计算主要数据参数的计算 5 3 2 3密度的计算 6 3 2 6相对挥发度计算 13 3 3 3 3 理论塔的计算理论塔的计算 14 3 4 3 4 塔径的初步设计塔径的初步设计 16 3 4 2精馏段塔径的计算 17 3 4 3提馏段塔径的计算 18 3 5 3 5 溢流装置溢流装置 19 3 5 2弓降液管的宽度和横截面积 19 3 6 3 6 塔板的塔板的结构尺寸 浮阀数目及排列结构尺寸 浮阀数目及排列 21 第四章第四章 塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算 24 4 1 4 1 气相通过浮阀塔板的压降气相通过浮阀塔板的压降 24 4 2 4 2 液泛液泛 25 4 3 4 3 雾沫夹带雾沫夹带 26 4 4 4 4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 27 第五章第五章 塔附件设计塔附件设计 31 5 2 5 2 人孔人孔 33 6 2 6 2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度 33 6 3 进料板空间高度 33 F H 6 4 6 4 塔总体高度塔总体高度 33 第七章第七章 附属设备设计附属设备设计 34 7 1 7 1 数据与说明数据与说明 34 7 2 7 2 预热器计算预热器计算 34 7 3 7 3 全凝器计算全凝器计算 35 7 4 7 4 冷却器计算冷却器计算 36 第八章第八章 设计结果汇总设计结果汇总 37 参考文献参考文献 38 附录一附录一 设计所需技术参数设计所需技术参数 39 附录二乙醇附录二乙醇 水系统水系统 T T X X Y Y 数据数据 41 第一章第一章 前言前言 乙醇在工业 医药 民用等方面 都有很广泛的应用 是一种很重要的原料 在很多方面 要求 乙醇有不同的纯度 有时要求纯度很高 甚至是无水乙醇 这是很有困难的 因为乙醇极具挥发性 所以 想得到高纯度的乙醇很困难 要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度 要用连续精馏的方法 因为乙醇和水的挥发度相差不 大 精馏是多数分离过程 即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程 因此可使混合液得到几乎 完全的分离 化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行 塔内装有若干层塔板和充填一定高 度的填料 为实现精馏分离操作 除精馏塔外 还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液 可知 单有精馏塔还不能完成精馏操作 还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器 有时还要配原料液预 热器 回流液泵等附属设备 才能实现整个操作 浮阀塔与 20 世纪 50 年代初期在工业上开始推广使用 由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点 已成 为国内应用最广泛的塔形 特别是在石油 化学工业中使用最普遍 浮阀有很多种形式 但最常用 的是 F1 型和 V 4 型 F1 型浮阀的结构简单 制造方便 节省材料 性能良好 广泛应用在化工及 炼油生产中 现已列入部颁标准 JB168 68 内 F1 型浮阀又分轻阀和重阀两种 但一般情况下 都采用重阀 只有处理量大且要求压强降很低的系统中 采用轻阀 浮阀塔具有下列优点 1 生 产能力大 2 操作弹性大 3 塔板效率高 4 气体压强降及液面落差较小 5 塔的造价低 浮 阀塔不宜处理宜结焦或黏度大的系统 但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统 浮阀塔也能正常 操作 第二章绪论第二章绪论 2 1 设计方案 本设计任务为分离乙醇 水混合物 对于二元混合物的分离 应采用连续精馏流程 设计中采用 泡点进料 将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝 冷凝 液在泡点下的部分回流至塔内 其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐 该物系属易分离物系 故 操作回流比取最小回流比的 1 4 倍 塔釜采用直接蒸汽加热 塔底产品经冷却后送至储罐 2 2 2 2 设计方案的确定及流程说明设计方案的确定及流程说明 2 2 1 2 2 1 选塔依据选塔依据 浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的 它主要的改进是取消了升气管和泡罩 在塔板开孔上设 有浮动的浮阀 浮阀可根据气体流量上下浮动 自行调节 使气缝速度稳定在某一数值 这一改进 使浮阀塔在操作弹性 塔板效率 压降 生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越 但在处理粘 稠度大的物料方面 又不及泡罩塔可靠 浮阀塔广泛用于精馏 吸收以及脱吸等传质过程中 塔径 从 200mm 到 6400mm 使用效果均较好 浮阀塔之所以这样广泛地被采用 是因为它具有下列特点 处理能力大 比同塔径的泡罩塔可增加 20 40 而接近于筛板塔 操作弹性大 一般约为 5 9 比筛板 泡罩 舌形塔板的操作弹性要大得多 塔板效率高 比泡罩塔高 15 左右 压强小 在常压塔中每块板的压强降一般为 400 660N m2 液面梯度小 使用周期长 粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作 结构简单 安装容易 制造费为泡罩塔板的 60 80 为筛板塔的 120 130 2 2 2 2 2 2 加热方式 直接蒸汽加热加热方式 直接蒸汽加热 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热 设置再沸器 直接蒸汽加热由于塔底产物基本是水 又由于在化工厂蒸汽较多所以直接蒸汽加热 2 2 3 2 2 3 选择适宜回流比选择适宜回流比 适宜的回流比应该通过经济核算来确定 即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适 宜的回流比 确定回流比的方法为 先求出最小回流比 R 根据经验取操作回流比为最小回流 min 比的 1 2 2 0 倍 考虑到原始数据和设计任务 本方案取 1 4 即 R 1 4R 采用釜液产品去 min 预热原料 可以充分利用釜液产品的余热 节约能源 2 2 4回流方式 泡点回流回流方式 泡点回流 泡点回流易于控制 设计和控制时比较方便 而且可以节约能源 2 2 5 2 2 5 操作流程说明操作流程说明 乙醇 水溶液经预热至泡点后 用泵送入精馏塔 塔顶上升蒸气采用全冷凝后 进入回流罐部分 回流 其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽 塔釜采用直接蒸汽供热 塔底产品用于预热原 料 冷却后送入贮槽 精馏装置有精馏塔 原料预热器 冷凝器 釜液冷却器和产品冷却器等设备 热量自塔底蒸汽输入 由冷凝器中的冷却介质将余热带走 乙醇 水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板 在进料板上与自塔上部下降 的的回流液体汇合后 逐板溢流 最后流入塔底 在每层板上 回流液体与上升蒸汽互相接触 进 行热和质的传递过程 第三章第三章 塔板的塔板的工艺设计工艺设计 3 1 3 1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算 F 进料量 kmol s 原料组成 摩尔分数 下同 F x D 塔顶产品流量 kmol s 塔顶组成 D x W 塔底残液流量 kmol s 塔底组成 W x 4 4 F 30 46 14 4 30 4670 18 92 5 46 92 5 460 075 18 99 2 10 0 3 461 0 318 F 2 10 t y 0 1712koml s 365 24 3600 F S D W FX F D d F D x x Dx Fx DXWX 原料乙醇组成 塔顶组成 塔底组成 进料量 物料衡算式为 D 0 015kmol s W 0 1562kmol s S 0 0355kmol s W 联立代入求解 3 2 3 2 主要数据参数的计算主要数据参数的计算 3 2 1 乙醇乙醇 水系统水系统 t x y 数据数据 表 3 1 乙醇 水系统的气液平衡数据 乙醇摩尔数 乙醇摩尔数 沸点 t 液相气相 沸点 t 液相气相 99 90 0040 0538227 356 44 99 80 040 5181 333 2458 78 99 70 050 7780 642 0962 22 99 50 121 5780 148 9264 70 99 20 232 9079 8552 6866 28 99 00 313 72579 561 0270 29 98 750 394 5179 265 6472 71 97 650 798 7678 9568 9274 69 95 81 6116 3478 7572 3676 93 91 34 1629 9278 675 9979 26 87 97 4139 1678 479 8281 83 85 212 6447 4978 2783 8784 91 83 7517 4151 6778 285 9786 40 82 325 7555 7478 1589 4189 41 3 2 2 温度的计算温度的计算 利用表中数据用插值法求得 85 32 tF 41 7 64 12 9 87 2 85 41 7 4 12 9 87 tF tF 78 30 tD 82 7987 83 4 7827 78 82 7983 4 78 tD tD 95 11 tW 61 1 16 4 8 95 3 91 61 1 2 8 95 tW tW 精馏段平均温度 81 81 t1 2 FD tt 2 3 7832 85 提馏段平均温度 90 22 t2 2 Fw tt 2 11 9532 85 3 2 3 密度的计算密度的计算 已知 混合液密度 依式 a 为质量分数 为平均相对分子质量 L 1 B B A Aaa M 混合汽密度 依式 0 0 22 4 v PM RTM 塔顶温度 78 3 D t 气相组成 84 20 78 478 2778 3078 27 81 83 84 9110084 91 D y D y 进料温度 85 32 F t 气相组成 47 12 87 985 285 32852 39 1647 4910047 49 F y F y 塔釜温度 95 11 w t 气相组成 18 42 95 891 395 1191 3 16 3429 9210029 92 w y w y 精馏段 液相组成 1 x 1 2 DF xxx 1 47 7x 气相组成 1 y 1 2 DF yyy 1 65 66y 所以 1 1 46 0 477 181 0 47731 36 46 0 6566 181 0 656636 38 L V Mkg kmol Mkg kmol 提馏段 液相组成 2 x 2 2 wF xxx 2 7 2x 气相组成 2 y 2 2 wF yyy 2 32 77y 所以 2 2 46 0 0 072 181 0 07220 02 46 0 3277 181 0 327727 18 L V Mkg kmol Mkg kmol 表 3 2 不同温度下乙醇和水的密度 温度 3 c kg m 3 w kg m 温度 3 c kg m 3 w kg m 80735971 895720961 85 85730968 6100716958 4 90724965 3 求得在与下的乙醇和水的密度 单位 3 kg m 3 85808578 30 78 30736 7 730735730 DCD CD tCkg m 3 85808578 3 972 89 968 6971 8968 6 WD WD kg m 3 10 92581 0 9258 750 21 736 7972 89 D D kg m 3 90859085 32 85 32729 62 724730724 FCF CF tCkg m 3 90859085 32 968 39 965 3968 6965 3 WF WF kg m 3 10 2651 0 265 891 11 729 62968 39 F F kg m 3 W 1009595 11 95 95 11719 91 716720720 WC CW tCkg m 3 1009595 11 95 961 77 958 4961 85961 85 WW WW kg m 3 10 04971 0 0497 945 97 719 91961 71 W W kg m 所以 3 1 3 2 891 11750 21 820 66 22 893 58924 64 918 54 22 FD L FW L kg m kg m 4611841 24 LDDD Mxxkg kmol 4611821 47 LFFF Mxxkg kmol 4611818 56 LWWW Mxxkg kmol 1 41 2421 47 31 36 22 LDLF L MM Mkg kmol 2 18 5621 47 20 02 22 LWLF L MM Mkg kmol 4611841 58 VDDD Myykg kmol 4611831 19 VFFF Myykg kmol 4611823 16 VWWW Myykg kmol 1 41 5831 19 36 39 22 VDVF V MM Mkg kmol 2 23 1631 19 27 18 22 VWVF V MM Mkg kmol 1 293 105 325 22 4 31 19 1 10 8 3145273 1585 3229 VF 1 293 105 325 22 4 41 58 1 50 8 3145273 1578 3029 VD 1 293 105 325 22 4 23 16 0 796 8 3145273 1595 1129 VW 3 1 1 10 1 50 1 30 2 V kg m 3 2 1 100 796 0 948 2 V kg m 3 2 4 3 2 4 混合液体混合液体表面张力表面张力 二元有机物 水溶液表面张力可用下列各式计算 1 41 41 4 m swwsoo 注 00 0 0000 ww w wwww x Vx V x Vx Vx Vx V 000 swswswsss x VVx VV 2 3 2 3 lg0 441 q w oo ww w Vq BQV Tq 2 lg1 sw swso so ABQA 式中下角标 w o s 分别代表水 有机物及表面部分 xw xo 指主体部分的分子数 Vw Vo 主 体部分的分子体积 w o 为纯水 有机物的表面张力 对乙醇 q 2 46 62 44 736 7 C CD CD m VmL 46 63 90 719 91 C CW CW m VmL 46 63 05 729 62 C CF CF m VmL 18 18 59 968 39 W WF WF m VmL 18 18 50 972 89 W WD WD m VmL 18 18 72 961 77 W WW WW m VmL 表 3 3 不同温度下乙醇和水的表面张力 温度 708090100 乙醇表面张力 10 3N m2 1817 1516 215 2 水表面张力 10 3N m2 64 362 660 758 8 求得在下的乙醇和水的表面张力 单位 10 3Nm 1 DFW ttt 乙醇表面张力 908085 3280 16 64 16 2 17 1517 15 CF CF 807078 370 17 29 17 15 1818 CD CD 1009095 11 90 15 69 15 2 16 216 2 CW CW 水表面张力 908060 762 6 61 59 85 328062 6 WF WF 807062 664 3 62 89 78 37064 3 WD WD 1009058 860 7 59 73 95 11 9060 7 WW WW 塔顶表面张力 2 2 1 1 DWD WD CDDCDDWDDWD xV x VxVx V 2 1 0 8318 50 0 83 62 44 1 0 8318 500 83 62 44 0 0035 2 lglg0 00352 4594 WD CD B 2 3 2 3 0 4410 7629 CDCD WDWD Vq QV Tq 2 45940 76293 2223ABQ 联立方程组 2 lg1 SWD SWDSCD SCD A 代入求得 0 976 SWDSCD 0 024 1 41 4 1 4 0 02462 890 97617 2917 93 DD 原料表面张力 2 2 1 1 FWF WF CFFCFFWFFCF xV x VxVx V 2 1 0 12418 59 0 124 63 051 0 12418 590 124 63 05 1 407 2 lglg1 4070 1484 WF CF B 2 3 2 3 0 4410 7395 CFCF WFWF Vq QV Tq 0 14840 73950 5911ABQ 联立方程组 2 lg1 SWF SWFSCF SCF A 代入求得 0 606 SWFSCF 0 394 1 41 4 1 4 0 39461 590 60616 6429 36 FF 塔底表面张力 2 2 1 1 WWW WW CWWCWWWWFCW xV x VxVx V 2 1 0 02 18 72 0 02 63 901 0 0218 720 02 63 90 13 42 2 lglg13 421 128 WW CW B 2 3 2 3 0 4410 709 CWCW WWWW Vq QV Tq 1 1280 7090 419ABQ 联立方程组 2 lg1 SWW SWWSCW SCW A 代入求得 0 227 SWWSCW 0 773 1 41 4 1 4 0 77359 730 22715 6945 75 WW 1 精馏段液相表面张力 1 2 DF 65 232 93 1736 29 2 提馏段液相表面张力 2 2 WF 56 372 75 4536 29 3 2 5 3 2 5 混合物的黏度计算混合物的黏度计算 表 3 4 水在不同温度下的黏度 温度 黏度 mPa s 温度 黏度 mPa s 810 3521900 3165 820 3478910 3130 表 3 5 乙醇在不同温度下的黏度 温度 黏度 mPa s 800 495 1000 361 81 81 查表得 0 3486mPa s 0 483 mPa s t1 水 醇 90 22 查表得 0 3157mPa s 0 427 mPa s t2 水 醇 精馏段黏度 111 1 0 4770 0 4830 34861 0 47700 4127 xx mPa s 醇水 提馏段黏度 222 1 0 427 0 0720 31571 0 0720 3237 xx mPa s 醇水 3 2 6 相对挥发度计算相对挥发度计算 由 0 4712 0 124 yFxF 得 F 124 01 4712 0 1 124 0 4712 0 6 30 由 0 8420 0 83 yDxD 1 09 D 83 0 1 8420 0 1 83 0 8420 0 由 0 1842 0 02 yWxW W 02 01 1842 0 1 02 0 1842 0 11 06 1 精馏段相对挥发度 1 6 30 1 092 620 2 提馏段相对挥发度 2 6 30 11 068 347 3 3 3 3 理论塔的计算理论塔的计算 理论板 指离开此板的气液两相平衡 而且塔板上液相组成均匀 理论板的计算方法 可采用逐板计算法 图解法 在本次实验设计中采用图解法 根据 1 01325 105Kpa 下乙醇 水的气液平衡组成可绘出平衡曲线 即 x y 曲线 图 并绘出最小回流比图 图 3 1 确定最小回流比的计算 1 00 1240 41087 qq qxy 所以 min 0 830 41087 1 461 0 410870 124 Dq qq xy R yx min 1 41 4 1 4612 0454RR 已知 精馏段操作线方程 1 0 67160 2725 11 D nn xR yxx RR 提馏段操作线方程 1 3 42140 0684 DF nnn DxFxL yxx VV 图 3 2 图解法求理论板数 在图上作操作线 由点 0 8387 0 8387 起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯 过精馏段操作线与 q 线交点 直到阶梯与平衡线的交点小于 0 001176 为止 由此得到 理论 NT 21 快 包括再沸器 加料板为第 17 块理论板 板效率与塔板结构 操作条件 物质的物理性质及流体力学性质有关 它反映了 实际塔板上传质过程进行的程度 板效率可用奥康奈尔公式 计算 0 245 0 49 TL E 其中 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mPa s L 1 精馏段 已知 1 2 2600 4127 L mpa s 0 49 0 481 35 块 ET 4127 0260 2 245 0 P精 E N T T 481 0 17 为了安全起见 精馏段再加一块板 总共为 36 块板 2 提馏段 已知 2 8 3470 3237 L mpa s 0 49 0 384 8 块 T E 3237 0 347 8 245 0 提 E N T T 384 0 3 为了安全起见 精馏段再加一块板 总共为 9 块板 全塔所需实际塔板数 36 9 45 块 NP P精 提 全塔效率 20 45 T T P N E N 44 44 加料板位置在第 37 块塔板 3 4 3 4 塔径的初步设计塔径的初步设计 3 4 1 3 4 1 气 液相体积流量计算气 液相体积流量计算 根据 x y 图查图计算 或由解析法计算求得 min 1 461R 取 min 1 41 4 1 4612 0454RR 1 精馏段 2 0454 0 0150 0307 12 0454 10 0150 0457 LR Dkmol s VRDkmol s 则质量流量 11 11 30 99 0 03070 962 36 39 0 04571 6614 L V LM Lkg s VM Vkg s 则体积流量 33 1 1 1 3 1 1 1 0 962 1 17 10 820 66 1 6614 1 278 1 3 S L S V L Lms V Vms 2 提馏段 q 1 0 0 0307 1 0 12550 1562 LLqFkmol s 10 0457 VVqFkmol s 则质量流量 22 22 20 02 0 15623 1273 27 18 0 04571 241 L V LMLkg s VM Vkg s 则体积流量 33 2 2 2 3 2 2 2 3 1273 3 44 10 918 54 1 241 1 309 0 948 S L S V L Lms V Vms 3 4 2 精馏段塔径的计算精馏段塔径的计算 有 安全系数 安全系数 0 6 0 8 uumax V VL cu max 式中可由史密斯关联图查出 c 图 3 3 史密斯关联图 横坐标数值为 023 0 3 1 1017 1 1 1 3 1 66 820 2 1 3 2 1 1 1 V L V L S S 取板间距 则 m HT 4 0 m HL 06 0 HT m HL 34 0 查图可知 071 0 20 c c 073 0 071 0 1 20 65 23 20 2 02 0 20 c 833 1 3 1 3 166 820 073 0 max u 0 7 0 7 D 1 126 uumax 283 1 833 1 1 1 4 u VS 283 1 14 3 278 1 4 圆整 塔截面积 m D 2 1 mDAT 22 1304 1 4 实际空塔气速为 1 u sm 131 1 1304 1 278 1 3 4 3 提馏段塔径的计算提馏段塔径的计算 横坐标数值为 0818 0 309 1 1044 3 2 2 948 0 54 918 2 1 3 2 1 2 2 V L V L S S 取板间距 则 m HT 4 0 m HL 06 0 HT m HL 34 0 查图可知 074 0 20 c c 0839 0 074 0 2 20 56 37 20 2 02 0 20 c sm u 610 2 948 0 948 0 54 918 0839 0 max 0 7 0 7 0 955m uumax sm 827 1 610 2 827 1 14 3 309 1 4 2 2 2 4 u V D S 圆整 均取 1m 塔截面积 m D 1 DmDAT 22 1304 1 4 实际空塔气速为 2 u sm 158 1 1304 1 309 1 由于精馏段与提馏段塔径相差不大 故塔径都取 1 2m 3 5 3 5 溢流装置溢流装置 3 5 1 3 5 1 堰长堰长的计算的计算 lW 取 0 65 0 65 1 2 0 78m lWD 本设计采用平直堰 设出口堰不设进口堰 堰上液高度按下式计算 hOW 近似取 E 1 hOW 3 2 1000 84 2 l L w h E 1 精馏段 hOW m009 0 3 1000 84 2 78 0 10212 4 3600 3 2 堰高 0 06 0 009 0 051m hhh OWLw 2 提馏段 hOW m018 0 3 1000 84 2 78 0 10384 123600 3 2 堰高 0 06 0 018 0 042m hhh OWLw 3 5 2 弓降液管的宽度和横截面积弓降液管的宽度和横截面积 图 3 4 查图得 0 1814 0 A A T F D WD 则 2 1583 0 1304 1 14 0 m AF m WD 18 0 118 0 验算降液管内停留时间 精馏段 1 3 0 1583 0 4 54 12 1 17 10 s 提馏段 2 3 0 1583 0 4 18 41 3 44 10 s 停留时间 5s 故降液管可以使用 3 5 3 降液管底隙高度降液管底隙高度 图 3 5 降液管示意图 1 精馏段 取降液管底隙流速 则sm u 14 0 0 m 取0107 0 14 0 78 0 1017 1 3 0 1 0 ul L h W S 0 0 01hm 2 提馏段 取降液管底隙流速 则sm u 14 0 0 m 取0315 0 14 0 78 0 1044 3 3 0 1 0 ul L h W S 0 0 03hm 3 6 3 6 塔板的塔板的结构尺寸 浮阀数目及排列结构尺寸 浮阀数目及排列 采用轻型重阀 重量为 32g 孔径为 39mm 3 6 1 3 6 1 塔板的结构尺寸塔板的结构尺寸 由于塔径大于 800mm 所以采用单溢流型分块式塔板 塔板面积可分为四个区域 鼓泡区 溢 流区 破沫区 无效区 图 3 6 分块式塔板示意图 本设计塔径 D 1 2m 故塔板采用分块式 以便通过入孔装拆塔板 3 6 2 浮阀数目及排列浮阀数目及排列 1 精馏段 取阀孔动能因子 F0 11 孔速为 01 u 9 648 0 01 V1 F u 11 1 3 m s 每层塔板上的浮阀数目为 111 个 1 2 001 V N d u 4 S 2 1 278 0 0399 648 0 785 取边缘区宽度 Wc 0 06m 破沫区宽度 Ws 0 06m 计算塔板上的鼓泡区面积 按式计算 2 221 a R A2sin 180R x x Rx 其中 DS D1 2 W W0 180 060 36 22 xm c D1 2 RW0 060 54 22 m 所以 0 715 a A 2 22 3 14 0 540 36 20 360 540 36sin 1800 54 arc 2 m 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排 取同一个横排的孔心距 t 0 075m 则排间距 0 092m a t A t N 0 715 111 0 07 因塔径较大 需采用分块式塔板 而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积 因此排间 距不宜采用 0 092m 而应小些 故取 0 08m 以等腰三角形叉排方式作图 排得阀数目为 115t 个 图 3 7 精馏段浮阀数目的确定 按 N 115 重新核算孔速及阀孔动能因子 01 u 9 31 2 1 278 3 14 0 039115 4 m s 9 31 10 615 01 F1 3 阀动能因子变化不大 仍在 9 13 范围内 塔板开孔率 12 18 01 u 100 u 1 134 100 9 31 2 提馏段 取阀孔动能因子 11 孔速为 0 F 02 u 11 3 V 0 02 F u 11 0 948 m s 每层塔板上的浮阀数目为 97 个 s2 2 002 V N d u 4 2 1 309 0 7850 03911 3 取 t 0 070m 则排间距 a t A t N 0 1053 97 0 07 m 0 715 同上取 90mm 则排得阀数目为 101 个 t 图 3 8 提馏段浮阀数目的确定 按 N 101 重新核算孔速及阀孔动能因子 s2 022 2 V1 309 u10 85m s 0 7850 039101 d N 4 02 F10 850 94810 56 阀动能因子变化不大 仍在 9 13 范围内 塔板开孔率 02 u1 158 100 10 67 u10 85 第四章第四章 塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算 4 1 4 1 气相通过浮阀塔板的压降气相通过浮阀塔板的压降 根据 计算 pcl hh hh Lp ph g 1 精馏段 1 干板阻力 1 825 1 825 0c1 73 173 1 u9 077m s 1 3 V 因 故 01 u 0c1 u 22 v101 c1 1 u1 3 9 648 h5 345 340 04m 22 9 8 820 66 L g 2 板上充气液层阻力 取则 0L 0 5h0 06m l0L hh0 5 0 060 03m 3 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小 可忽略不计 因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为 pc11 hh h0 040 030 07m 1L1p1 ph g 0 07 820 66 9 8 562 97Pa 2 提馏段 1 干板阻力 1 825 1 825 0c2 73 173 1 u10 82m s 0 948 V 因 故 02 u 0c2 u 22 V202 c L2 u0 948 10 85 h5 345 340 0331m 22 9 8 918 54g 2 板上充气液层阻力 取则 0L 0 5h0 06m 20L hh0 5 0 060 03m L 3 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小 可忽略不计 因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为 p2 h0 0331 0 030 0631m 568pa 2L2p2 ph g 918 54 0 0631 9 8 p 4 2 4 2 液泛液泛 为了防止液泛现象的发生 要控制降液管高度 dTw HHh 即 dpL h hhdH 1 精馏段 1 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 0 07m p h 2 液体通过降液管的压头损失 22 3 1 d 0 1 17 10 h0 1530 1530 003 0 78 0 0107 s w L m l h 3 板上液层高度 L h0 06m 则 则 dpL h h h0 0030 060 070 133 d Hm 取 已选定0 5 0 40 051 Tw Hmhm 则 T 0 50 040 0510 2255 Tw Hhm 可见 所以符合防止液泛的要求 1 1 dTw HHh 2 提馏段 1 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 p2 h0 0631m 2 液体通过降液管的压头损失 22 3 d2 0 3 44 10 h0 1530 1530 003 0 78 0 0315 s w L m l h 3 板上液层高度 L h0 06m 则 则 d2pLd h h h0 0631 0 0030 060 1261Hm 取 已选定 0 5 0 4 0 042 Tw Hm hm 则 2 0 50 40 0420 221 Tw Hhm 可见 所以符合防止液泛的要求 d2 H 2 Tw Hh 4 3 4 3 雾沫夹带雾沫夹带 泛点率 1 36 100 s V V sL LV Fb L Z KC A 板上液体流经长度 L Z21 22 0 180 84 d DWm 板上液体流经面积 2 21 13042 0 15830 8138 bTF AAAm 取物性系数 K 1 0 泛点负荷系数 0 10 F C 1 精馏段 1 111 11 1 36 100 V sSL LV Fb VL Z KC A 泛点率 3 1 3 1 2781 36 1 17 100 84 820 66 1 3 64 2 1 0 0 10 0 8138 对于大塔 为了避免过量雾沫夹带 应控制泛点率不超过 80 由以上计算知 雾沫夹带能够满 足 0 11 液 气 的要求 v e 2 提馏段 取物性系数 K 1 0 泛点负荷系数 0 101 则 F C 泛点率 1 36 100 V ssL LV Fb VL Z KC A 3 1 309 0 948 1 36 3 44 100 84 918 540 948 56 53 1 0 0 10 0 8138 由以上计算知 符合要求 4 4 4 4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 1 雾沫夹带线 泛点率 1 36 100 V sSL LV Fb VL Z KC A 据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线 按泛点率 80 计算 1 精馏段 精馏段 1 3 1 36 0 84 820 66 1 3 1 0 0 10 0 8138 SS VL 0 8 整理得 0 06510 03981 1424 SSSS VLVL 即 1 636 28 704 由上式和雾沫夹带线为直线 则在操作范围内任取两个 Ls 值 可算出 Vs 2 提馏段 提馏段 0 948 1 36 0 84 918 540 948 1 0 0 10 0 8138 SS VL 0 8 整理得 0 06510 03211 1424 SSSS VLVL 即 2 028 35 589 在操作范围内 任取若干个 算出相应的值 S L S V 表 4 1 雾沫夹带线数据 精馏段提馏段 3 S Lcms 3 S Vcms 3 S Lcms 3 S Vcms 0 006 1 618778 0 0011 992411 0 0021 5785720 0051 850055 0 006 1 463776 0 0131 565343 0 011 348960 0141 529754 由上述数据即可作出雾沫夹带线 1 液泛线 根据 pLclL h h hh h h h h Twdd Hh 确定液泛线 由于很小 故忽略式中的h h 22 3 2 0 0 0 36002 84 5 340 1531 21000 vss Tww Lww uLL HhhE gl hl 其中 0 2 0 4 s V u d N 1 精馏段 2 2 3 2 1 11 224 1 3 0 22555 341689 5915 0 051 0 787 2 9 8 0 7851150 039820 66 S SS V LL 整理得 222 3 111 6 51 95917 951 55 SsS VLL 在操作范围内任取两个值 可求出与之对应的值 计算结果列于表 4 2 s L s V 表 4 2 精馏段液泛线数据 S L 0 0050 00550 0060 0065 S V 2 60472 0022681 354812 0 66202 9 由上表数据即可作出液泛线 2 提馏段 同理可得 222 3 222 8 42 13131 7661 19 SSS VLL 在操作范围内任取两个值 可求出与之对应的值 计算结果列于表 4 3 s L s V 表 4 3 提馏段液泛线数据 2S L 0 0010 010 0120 014 2S V 7 7949684 2666363 3217632 291779 由上表数据即可作出液泛线 2 液相负荷上限线 液体的最大流量应保证其在降液管中停留的时间不低于 3 5s 液体在降液管中停留的时间由下式 3 5 FT s A H s L 以作为液体在降液管内停留时间的下限 则 5s 3 max 0 1583 0 4 0 0127 5 FT s A H Lms 据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷上限线 3 漏液线 对于型重阀 依作为规定气体最小负荷的标准 则 1 F 0 5F 由知 2 00 4 s Vd Nu 1 精馏段 23 1 min 3 145 0 0391150 602 41 3 S Vms 2 提馏段 23 2min 3 145 0 0391010 619 40 948 S Vms 据此可作出与液体流量无关的漏液线 5 液相负荷下限线 取堰上液层高度作为最小液体负荷标准 做出液相负荷下限线 该线为与气相0 006 ow hm 流量无关的竖直线 由式 2 3 min 3600 2 84 0 006 1000 s w L E l 取E 1 0 则 3 2 3 min 0 006 1000 0 000665 2 84 1 03600 w S l Lms 据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷下限线 根据以上数据作出塔板负荷性能图 图 4 1 精馏段负荷性能图 提馏段负荷性能图 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 00 0050 010 015LS2 m3 s VS2 m3 s 物沫夹带线 液泛线 液相负荷上限线 漏液线 液相负荷下限线 操作线 由塔板负荷性能图可以看出 1 在任务规定的气液负荷下的操作点 p 设计点 处在适宜的操作区内的适中位置 2 塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制 操作下限由漏液控制 3 按固定的液气比 由图查出塔板的气相负荷上限 3 max 1 7 S Vms 气相负荷下限 3 min 0 55 S Vms 所以 精馏段操作弹性 1 7 0 55 3 09 图 4 2 提馏段负荷性能图 精馏段负荷性能图 0 0 5 1 1 5 2 2 5 00 0050 010 015 Ls1 m3 s Vs1 m3 s 物沫夹带线 液泛线 液相负荷上限线 漏液线 液相负荷下限线 操作线 由塔板负荷性能图可以看出 4 在任务规定的气液负荷下的操作点 p 设计点 处在适宜的操作区内的适中位置 5 塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制 操作下限由漏液控制 6 按固定的液气比 由图查出塔板的气相负荷上限 3 max 2 0 S Vms 气相负荷下限 3 min 0 7 S Vms 所以 提留段操作弹性 2 0 0 7 2 86 第五章第五章 塔塔附件设计附件设计 5 1 接管接管 1 进料管 进料管的结构类型很多 有直管进料管 弯管进料管 T 型进料管 本设计采用直管进料管 管径计算如下 7 4 2 891 11 9 7 10 0 00302 3600 891 11 4 0 00302 43 86 3 142 S FL S V Dum s u V Dmm 取 查标准系列选取 57 3 5 校核设计流速 sm d F u F 536 1 58 893 20035 0 057 0 4 694 2 4 22 经校核 设备适用 2 回流管 采用直管回流管 取 1 R um s 4 0 962 750 21 0 040440 4 3 14 1 R dmmm 查表取 57 3 5 校核设计流速 smu 597 0 66 820 20035 0057 0 4 962 0 2 经校核 设备适用 3 塔底出料管 取 直管出料1 3 W um s 4 0 1562 18 02 945 97 0 05454 3 14 1 3 W dmmm 查表取 57 3 5 校核设计流速 smu 844 0 97 945 20035 0057 0 4 899 2 2 经校核 设备适用 4 塔顶蒸气出料管 直管出气 取出口气速为 u 15 m s 则 44 1 278 0 329329 3 14 15 V Dmmm u 查表取 377 8 校核设计流速 smu 49 12 3 1 2008 0 377 0 4 6614 1 2 经校核 设备适用 5 塔底进气管 采用直管进气 取出口气速为 u 23 m s 则 44 1 309 0 269269 3 14 23 V Dmmm u 查表取 300 7 5 校核设计流速 smu 53 20 20075 0 3 0 4 241 1 2 5 2 5 2 人孔人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道 人孔的设置应便于进入任何一层塔板 由于设置人孔 处塔间距离大 且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求 一般每隔 10 块塔板才设 一个人孔 本塔中共 45 块板 则 S 为 41 10 45 S 在设置人孔处 板间距为 800mm 直径为 500mm 人孔伸入塔内部应与塔内壁修平 其边缘需 倒棱和磨圆 人孔法兰的密封面形及垫片用材 一般与塔的接管法兰相同 本设计也是如此 第六章 塔总体高度的设计 6 1 塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离 塔顶部空间高度为 1200mm 6 2 6 2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离 釜液停留时间取 10min V 釜液釜液 0 00344 600 2 064m3 mRRVH WW 03 2 6 014 3 2 1 6 014 3 3 4 064 2 2 1 3 4 2323 6 3 6 3 进料板空间高度进料板空间高度 F H 进料段空间高度取决于进料口的结构型式和物料状况 一般 F H F H 比大 有时要大一倍 为了防止进料直冲塔板 常在进料口处考虑安 T H 装防冲实施 如防冲板 入口堰 缓冲管等 应保证这些实施的安装 F H 6 4 6 4 塔总体高度塔总体高度 由下式计算 83 22 03 2 8 08 044 0 4245 2 1 2 WFTTD HHSHHSNHH 式中 塔顶空间高度 m D H 塔板间距 m T H 开有人孔的塔板间距 m T H 进料段空间高度 m F H 塔底空间高度 m W H N 实际塔板数 S 人孔数目 不包括塔顶空间和塔底空间人孔 本设计的塔体总高 H 22 83m 第七章第七章 附属设备设计附属设备设计 7 1 7 1 数据与说明数据与说明 预热器一个 预热进料 同时冷却釜液 全凝器一个 将塔顶蒸汽冷凝 提供产品和一定量的回流 冷却器一个 将产品冷却到要求的温度后排出 管程壳程K 值范围 预热器料液水蒸汽280 850W m2s 全凝器冷水物料蒸汽280 85